【発明の詳細な説明】
流動床法で粒子状材料を処理する方法及び
その方法を実施するための容器及びプラント
本発明は、流動床法で粒子状材料を処理する（好ましくは還元する）ための方
法に関するものであって、特に粉鉱を還元するための方法及びその方法を実施す
るための容器に関するものである。ここで粒子状材料は、下方から上方へ流れる
処理ガスにより流動床内に維持され、かつ処理される。
この種の方法は、例えば米国特許出願（US-A-）第2,909,423号明細書、国際特
許出願（WO）第92/02458号明細書、欧州特許公開（EP-A-）第0 571 358号公報か
ら周知である。この方法において、例えば粉鉱といった酸化物含有材料は、流動
床反応装置内の還元ガスにより維持された流動床内で還元ガスにより還元される
。還元ガスはノズル格子部を介して流動床還元反応装置に送られ、かつ還元反応
装置を介して下方から上方へ流れる。ここで、酸化物含有材料は、概して還元ガ
ス流れとは逆向きに還元反応装置を通り抜ける。流動床を維持するために、流動
床領域内の還元ガスの固有速度が必要とされる。この固有速度は装填された材料
の粒子サイズの関数である。
周知の方法で比較的高速な還元ガスが必要とされるために、還元処理の先の段
階において流動床からの既に還元された酸化物含有材料が流し込まれると同様に
、酸化物含有材料の超微粉が実質的に流し込まれる。前記超微粉は還元ガスとと
もに運ばれる。還元ガスから前記超微粉を取り除くために、すなわち部分的に酸
化された還元ガスを（例えば前に配置された還元反応装置のために）さらに使用
することができるようにする一方、酸化物含有材料や（さもなくば失うであろう
）既に還元された材料を回収するために、超微粉を含む還元ガスは、サイクロン
のような各集じん機を介して導かれ、かつ分離された塵は、流動床に戻され再利
用される。これら各集じん機すなわち各サイクロンはそれぞれ反応装置の内部に
配置されることが好ましい（米国特許出願（US-A-）第2,909,423号明細書参照さ
れたい）。しかし、各集じん機すなわち各サイクロンは、反応装置の外部に取り
付けられてもよい。
実際には、部分的にまたは完全に還元された酸化物含有材料の細粒子（fine-g
rained particles）が互いに付着したり固まったり、及び／または、反応装置や
サイクロンの各壁、及び接続ダクトまたは搬送ダクト付着したり固まったりする
傾向にあるということが明らかである。この現象は、「付着」または「ファウリ
ング」と呼ばれている。付着やファウリングは、温度と酸化物含有材料の還元濃
度との関数である。そのような付着、すなわち部分的にまたは完全に還元された
酸化物含有材料の還元反応装置の各壁やプラントのその他の部材に対する付着は
、不良の原因となる。そのため、運転停止することなしに延長した時間だけプラ
ントを連続的に作動させることが不可能である。１年以上の連続作動がほとんど
不可能であることが分かっている。
付着物や固まりの除去には多大な仕事量を必要とし、かつ過剰なコストが上乗
せされる。換言すれば労働コストとプラントの生産損失のために生じるコストと
を必要とする。しばしばこれらの付着物は自然に離れる。その結果、離れた付着
物は流動床に落ち込み、よって還元処理の撹乱部に導かれる。または離れた付着
物が、もしサイクロンから離れたものならば、サイクロンから流動床へ導く塵再
利用路を詰まらせる原因となる。そのためさらに還元ガスから塵を分離すること
は完全に不可能になる。
実際には、周知の流動床法に付随する一つの不利な点は、柔軟性がないことと
、処理ガスの流れを分離したり供給すること（例えば上記の従来技術の処理では
還元ガスの流れの分流や供給）を促進することが難しい点にある。従来技術に対
するさらなる不利な点は、各処理段階（すなわち前加熱、前還元、最終還元の段
階）で、大抵の場合、処理段階に割り当てられた装置を出発する２つ以上の生成
流れが仕切られなければならず、すなわち、供給手段や仕切手段の点において、
実質的な経費がかかる原因となっていることである。さらに、２つのガス供給シ
ステムは各処理段階で調整されねばならず、実際には高温塵含有ガスの場合に主
に困難となる。
加えて、還元ガスが比較的高速であるために還元ガスの実質的な消費がある。
単に流動床を維持するために使われる過剰な消費のように、還元処理に必要とさ
れるよりも多くの還元ガスがかなり消費される。
流動床法により金属鉱石を還元するための処理もまた、英国特許公開（GB-A-
）第1 101 199号公報から周知技術である。この公報には、材料が還元処理中に
互いに固まるような処理条件が選択されている。ここでは、サイズにより流動さ
れない塊が形成される。そこで、流動化状態を保っている完全には還元されてい
ない材料から、流動床反応装置から下方向に流された完全に還元された材料を分
離することは不可能である。より小さな生成粒子が流動床の上端部で回収される
。よって、この処理を行うと、同様に装置の点でかなりの経費を必要とする２つ
の生成流れが生じる。
本発明は上記の不利な点及び困難な点を避けることを目的とし、本発明の目的
は、流動床法で粒子状材料を処理する（好ましくは還元する）ための方法に関す
るものであって、特に粉鉱を還元するための方法を提供することであり、かつ付
着やファウリングにより生ずる故障の危険がなく実質的な時間の間に処理ガスの
最小限の消費により粒子状酸化物含有材料の処理が可能である方法を実施するた
めの容器を提供することである。特に、流動床を維持するために必要とされる処
理ガス量や流速を減らすことができ、そのため粉体の最小の流れのみになる。
本発明によると、比較的高い割合の微粉（fines）と一部の比較的大きな粒子
とを含む広い微粒子分布を有する粒子状材料が処理のために使用され、かつ流動
床における処理ガスの表面速度が、前記粒子状材料の一部の比較的大きな粒子を
流動させるために必要な速度よりも遅く維持されるという点で、上記目的は達成
される。ここで全ての比較的大きな粒子は微粉とともに上方へ移動され、かつ流
動床の上部領域から排出される。
広い粒子分布の場合でも、流動床における表面速度は、前記粒子状材料の最も
大きな粒子を流動させるために必要とされる速度の0.25から0.75の範囲内に維さ
れることが明らかである。
好ましくは、微粒子バンド（grain band）が0.02から0.15の中程度の微粒子直
径を有する微粒子を有する粒子状材料、好ましくは最大微粒子直径の0.05から0.
10の粒子状材料が使用される。
ここで、流動床の上方の処理ガスに対し、流動床を受け入れるように形成され
た容器の最大直径に対応する表面速度が、50μｍから150μｍの理論的カット粒
子サイズ（好ましくは60μｍから100μｍ）用に調整されていることが好適であ
る。ここで、流動床内に0.3m/sと2.0m/sとの範囲内の表面速度が粗粉鉱（run-of
-mine fine ores）を還元するために調節されていることが好都合である。
本発明に示されたような処理に対応する流動床法により、微粒子状酸化鉄含有
材料を直接還元するための方法において、改質ガスは、酸化鉄含有材料の直接還
元の際に形成する上方ガス（top gas）と混合され、かつ還元ガスとして流動床
還元領域に供給される。上方ガス及び改質ガスは、二酸化炭素（CO2）の洗浄が
なされ、かつ上方ガスと改質ガスとを混ぜることにより形成された還元ガスは、
一定の水素（H2）容積と一酸化炭素（CO）容積に調整されている。
本発明による方法を実施するための容器は、以下の特徴点を組み合わせること
により特徴づけられている。
・ 流動床を受け入れ、かつガス分配底部と処理ガス用供給ダクトとガス分配底
部上部に設けられた粒子状材料用の供給手段／排出手段とを有する筒状下方流動
床部と、
・ 流動床部に接続するよう流動床部上部に配置され、上方に円錐状に広げられ
、反応装置の中心軸に対してコーン形状部の壁の傾斜が、６°から１５°（好ま
しくは８°から１０°）であるコーン形状部
・ コーン形状部上に続いて配置され、処理ガス排出ダクトが出発する頭頂部で
閉鎖された少なくとも部分的に筒状の静穏部
・ 流動床部の断面領域に対する筒状領域における静穏部の断面領域の比が２以
上であること
流動床において鉱石還元法を実施するための容器は、例えば欧州特許公開（EP
-A-）第0 022 098号公報から周知である。前記容器は、異なる直径を有する２つ
の筒状部と、これら筒状部間に設けられたとても短く明らかにコーン形状の部分
とを備えている。しかしながらこの容器には、２つのガス供給ダクト（換言すれ
ば、下方の筒状部の下方に１本のダクトと、コーン形状部に１本のダクト）を具
備している。完全に還元された鉱石は、この流動床反応装置から下方向に排出さ
れる。
本発明によると、筒状領域の静穏空間の断面領域は、ガスから50μｍより大
きな微粒子サイズを有する微粒子を分離するために十分であるように調節したこ
の領域での表面速度に対し十分広いことが好ましい。
本発明で示された容器に対応して構成されかつ酸化鉄含有材料を受け入れるた
めの少なくとも１つの流動床反応装置と、この流動床反応装置に導く還元ガス供
給ダクトと、流動床反応装置から還元処理で形成する上方ガスを排出する上方ガ
ス排出ダクトと、改質装置と、この改質装置から出発しかつ上方ガス排出ダクト
と結合する改質ガスダクトと、還元ガス供給ダクトを介して流動床反応装置に入
る改質ガスと上方ガスとから成る還元ガスと、二酸化炭素（CO2）洗浄装置とを
備える流動床法により粒子状酸化鉄含有材料を直接還元するためのプラントは、
改質ガスダクト及び上方ガス排出ダクトがいずれも二酸化炭素（CO2）洗浄装置
に入り、かつ還元ガス供給ダクトは、二酸化炭素（CO2）洗浄装置から流動床反
応装置に導くことを特徴としている。
以下では、本発明が図面を参照して詳細に記載されている。図１は本発明によ
る容器の断面図を示し、図２は本発明による容器を使用できる鉄鉱石の還元のた
めの処理図を示している。図３は、本発明により扱われる複数の鉄鉱石微粒子サ
イズ分布を図式に示している。
図１に示し流動床反応装置（特に還元反応装置）を構成する容器１は、流動床
２を受け入れるように形成され、かつ還元ガスを供給し均一に分配するために一
定の高さレベルにノズル格子部４として構成されたガス分配底部を具備している
筒状の下方流動床部３を備えている。還元ガスは、ノズル格子部４を出発して還
元反応装置を介し下方から上方へ流れる。筒状の流動床部３内のノズル格子部４
の上方には、排出搬送ダクト５，６（換言すれば粉鉱用の供給ダクト及び排出ダ
クト）がある。流動床２は、ノズル格子部４から粉鉱用排出ダクト６（すなわち
排出ダクト６の開口部８）の高さレベルまでの床高さ７を有している。
筒状の流動床部３には、上方にラッパ状のコーン形状部９が接続されている。
反応装置中心軸１１に対するコーン形状部９の壁１０の傾斜は、最大6°から15
°（好ましくは８°から１０°）である。この領域において、コーン形状部９の
断面１２が連続的に増加することにより、上方へ流れる還元ガスの表面速度で、
還元が連続的に漸増している。
コーン形状部９の壁１０の僅かな傾斜のために、断面１２が拡大しているにも
関わらず、前記コーン形状部９内で乱流がなく壁１０からの剥離がない流れを得
ることができる。還元ガスの速度を局所的に増加させる原因となる乱流がここで
は避けることができる。よって、断面１２内の還元ガスの表面速度で、均一で連
続的な還元が、コーン形状部９の高さ全体に渡って（つまりコーン形状部９の各
高さレベルにおいて）確実になされる。
コーン形状部９の上端部１３には、筒状壁１４を具備し、かつ上部で水平であ
る（または半球形状に形成されている）天井部１６により閉鎖されている静穏部
１５が接続している。還元ガスを排出するための開口部１８が、天井部１６の上
方に配置された反応装置天井部１７の中心に設けられている。コーン形状部９の
断面空間は、流動床部３の断面領域２０に対する静穏部１５の断面領域１９の比
が２以上であるように拡大形成されている。
還元反応装置１内には、還元ガスから塵を分離するための役割を果たす複数の
サイクロン２１が設けられている。各サイクロンは静穏部１５の筒状部内に形成
されている。サイクロン２１から出発する各塵再利用ダクト２２が、垂直方向下
向きに形成されかつ流動床に開口している。各サイクロン２１のガス排出ダクト
２３は、天井部１６と反応装置天井部１７との間に位置する空間２４に開口して
いる。
本発明によると、比較的高い割合を占める微粉を有する広い均質な微粒子分布
を有する粉鉱が還元反応装置１にて処理される。この種の微粒子分布の例は例え
ば以下のようである。
質量比率
4 mmまで 100%
1 mmまで 72%
0.5 mmまで 55%
0.125mmまで 33%
概略的な上記微粒子分布の粉鉱は、流動床２において分離されることなく流動
化されうることが分かっている。ここで、表面速度vsuperはいつでも粉鉱の最
大粒子の最小流動化速度よりも遅い（このことは本発明にとって本質的なことで
ある）。
以下の比は、vsuperの最適作動範囲であることが分かっている。
vsuper=0.25〜0.75．vmin（dmax）
vsuper - 分配底部４上の流動床２での表面速度
vmin(dmax) - 装填された比率の最大粒子の最小流動化速度
既に上述したように、粉鉱の広い微粒子分布は本発明にとって本質的である。
そのような微粒子分布は粗粉鉱の特徴である（すなわちサイズが減少した後にふ
るいにかけられない粉鉱の特徴である）。粗鉄鉱石の微粒子分布の例が図３に複
数与えられている。これらの粗鉄鉱石の微粒子分布によれば、いつも微粉がより
大きな割合を示している。この微粉はとても小さいので流動床にとどまることは
ないが、ガスとともに排出されかつ各サイクロンを経て再利用される。この微粉
の割合は、処理ガスの単に比較的遅い表面速度でとても大きな粒子を確実に流動
化させるのに必要である。
本発明によれば、広い微粒子分布では、より大きな粒子に対する粒子のパルス
のパルス伝達が起こる。ここで、たとえ還元ガスの表面速度が大きな粒子に対し
て必要とされる表面速度以下であっても、大きな粒子を流動化させることが可能
である。本発明によれば、何ら前段においてふるいにかけることなしに、好まし
くは12mmまで、最大で16mmまでのdmaxである天然の微粒子分布（粗鉱）の粉鉱を
使用することが可能である。
上記の条件により構成された還元反応装置を使用することで、かつ微粉が比較
的高い割合を有する粉鉱を使用することで、以下の有利点が流動化挙動に対して
得られる。
・ 原料が変わる変化に対応して固体密度及び微粒子サイズ分布における変化の
点において柔軟なシステム
・ 微粒子の分離に対する不感性及び供給材料流れと生成流れとの間で受ける一
部の微粉の変化に対する不感性
容器１は、同様の有利点を持ち、予熱容器や前還元容器や最終還元容器として
使用することができる。
本発明により構成されかつ上述のタイプの容器１が使用されることが好都合で
あるプラントは、図２を参照して以下で詳細に記載される。
銑鉄または鋼前生成物を生成するためのプラントは、概して同様の構成であり
、順に直列に接続され上述した容器１の特徴点を示す４つの流動床１，１'，１'
'，１'''を備えている。粗粉鉱のような酸化鉄含有材料は、鉱石供給ダクト５を
経て、予熱段階で粉鉱の予熱及び場合によっては前還元がなされる第１の流動床
反応装置１に導かれ、続いて流動床反応装置１から流動床反応装置１'へ，また
は流動床反応装置１'から流動床反応装置１''へそれぞれ搬送ダクト５，６を経
て導かれる。第２の流動床反応装置１’内では前還元段階で前還元がなされ、続
いて接続された流動床反応装置１''内でさらに大量の還元がなされ、最後に形成
された流動床反応装置１'''内では最終還元段階で粉鉱を海綿鉄にする最終的な
還元がなされる。
完全に還元された材料（すなわち海綿鉄）は、ブリケット化プラント（brique
tting plant）２５内で、熱間または冷間においてブリケット化される。もし必
要ならば、還元鉄は、図示されていない不活性ガスシステムによりブリケット化
処理中に再酸化を防止するために保護されても良い。
粉鉱を第１の流動床反応装置１に供給する前に、該粉鉱は、乾燥及びふるい分
けのような（詳細には図示されていない）鉱石調整がなされる。
還元ガスは、流動床反応装置１から鉱石の流れとは逆向きに流動床反応装置１
’，１''へ導かれ、かつもしガスの流れ方向を見るならば最後に配置された流動
床反応装置１から上方ガスとして排出され、かつ湿式洗浄装置２７内で冷却／洗
浄される。還元ガスの生成が、ダクト２８を介して供給されかつ脱硫プラント２
９内で脱硫される天然ガスを改質することにより改質装置３０内で起こる。天然
ガス及び蒸気から成る改質ガスは、基本的に水素（H2）、一酸化炭素（CO）、メ
タン（CH4）、水（H2O）、二酸化炭素（CO2）から成っている。改質ガスダクト
３１を経て、この改質ガスは周囲温度にまで冷却される複数の熱交換器３２に供
給される。ここでガスから水が凝縮される。
改質ガスダクト３１は、上方ガスが圧縮機３３により圧縮された後上方ガス排
出ダクト２６に開口している。生成する混合ガスは、二酸化炭素（CO2）洗浄装
置３４を介して送られ、かつ二酸化炭素（CO2）が取られ、その後還元ガスとし
て使用される。この還元ガスは、還元ガス供給ダクト３５を経て、二酸化炭素（
CO2）洗浄装置３４に続いて接続されたガス加熱装置３６内で概して８００℃の
還元ガス温度に加熱され、かつガスの流れ方向に最初に接続する流動床反応装置
１'''に供給される。ここで、直接還元鉄を生成するために、還元ガスは、粉鉱
とともに反応する。流動床反応装置１'''から流動床反応装置１は直列に接続さ
れている。たとえば還元ガスは、各接続ダクト３７を介して、流動床反応装置１
'''から流動床反応装置１''へ送られる。
上方ガスの一部は、窒素（N2）のような不活性ガスが多くなることを避けるた
めに、ガス循環路２６，３５，３７の仕切弁が開かれる。仕切弁を開いて流され
たガスは、還元ガスを加熱するために枝ダクト３８を経てガス加熱装置３６に供
給され、かつガス加熱装置３６で燃焼される。不足しがちなエネルギは、供給ダ
クト３９を介して供給される天然ガスにより補充される。
改質装置の煙道ガスと同様に、改質装置３０を出発する改質ガスの顕熱は、脱
硝プラント２９を介して通過した後の天然ガスを予熱するために、かつ任意に還
元ガスも同様にしてダクト４１を経てガス加熱装置３６に供給される燃焼空気を
予熱するためと同様に、改質処理のために必要な蒸気を生成するために、回収熱
交換器４０内で使用される。The present invention relates to a method for treating particulate material in a fluidized bed process, and a container and a plant for carrying out the process. The invention relates to a process for treating (preferably reducing) particulate material in a fluidized bed process. And more particularly to a method for reducing fine ore and a container for carrying out the method. Here, the particulate material is maintained and processed in the fluidized bed by the processing gas flowing from below to above. Methods of this kind are described, for example, in US Patent Application (US-A-) 2,909,423, International Patent Application (WO) 92/02458, European Patent Publication (EP-A-) 0 571 358. It is well known from the gazette. In this method, an oxide-containing material, such as fine ore, is reduced by a reducing gas in a fluidized bed maintained by the reducing gas in a fluidized bed reactor. The reducing gas is sent to the fluidized bed reduction reactor through the nozzle grid and flows upward from below through the reduction reactor. Here, the oxide-containing material generally passes through the reduction reactor in a direction opposite to the flow of the reducing gas. In order to maintain a fluidized bed, an inherent velocity of the reducing gas in the fluidized bed area is required. This intrinsic speed is a function of the particle size of the loaded material. Due to the need for relatively fast reducing gases in well-known manner, the reduction of the oxide-containing material as well as the already reduced oxide-containing material from the fluidized bed in the earlier stages of the reduction process are similar. The fines are substantially poured. The ultrafine powder is carried with the reducing gas. The oxide-containing material while removing the ultrafines from the reducing gas, i.e. allowing the partially oxidized reducing gas to be further used (e.g. for a previously placed reduction reactor) To recover the already reduced material (which would otherwise be lost), the reducing gas containing ultrafines is led through each dust collector such as a cyclone, and the separated dust is It is returned to the fluidized bed and reused. Preferably, each of these precipitators or cyclones is respectively located inside the reactor (see U.S. Pat. No. 2,909,423). However, each dust collector or cyclone may be mounted outside the reactor. In practice, finely-grained particles of partially or completely reduced oxide-containing material adhere to or solidify with each other and / or the walls of the reactor or cyclone, and the connecting ducts Or it is clear that the transport duct has a tendency to stick or harden. This phenomenon is called "sticking" or "fouling". Deposition or fouling is a function of temperature and reducing concentration of the oxide-containing material. Such adhesion, that is, the adhesion of partially or completely reduced oxide-containing material to the walls of the reduction reactor or other parts of the plant, is a cause of failure. Therefore, it is not possible to operate the plant continuously for an extended time without shutting down. It has been found that continuous operation for more than a year is almost impossible. The removal of deposits and clumps requires a great deal of work and adds to the cost. In other words, it requires labor costs and costs incurred due to plant production losses. Often these deposits spontaneously separate. As a result, the separated deposits fall into the fluidized bed and are thus guided to the disturbance part of the reduction treatment. Or, if the deposits are remote from the cyclone, they can clog the dust recycling path leading from the cyclone to the fluidized bed. This makes it completely impossible to further separate the dust from the reducing gas. In practice, one disadvantage associated with the well-known fluidized bed process is the lack of flexibility and the separation or supply of the process gas stream (eg, the reduction gas flow in the prior art processes described above). Is difficult to promote. A further disadvantage over the prior art is that in each process step (ie preheating, pre-reduction, final reduction step), in most cases, two or more product streams starting from the equipment assigned to the processing step are partitioned. That is, it is a substantial source of cost in terms of supply and partitioning means. Furthermore, the two gas supply systems have to be adjusted at each stage of the process, which in practice is mainly difficult in the case of hot dust-containing gases. In addition, there is substantial consumption of reducing gas due to the relatively high speed of the reducing gas. Significantly more reducing gas is consumed than is required for the reduction process, such as excess consumption used merely to maintain a fluidized bed. The treatment for reducing metal ores by the fluidized-bed method is also known from GB-A-1 101 199. In this publication, processing conditions are selected such that the materials solidify during the reduction process. Here, lumps that do not flow depending on the size are formed. Thus, it is not possible to separate the fully reduced material that has flowed downward from the fluidized bed reactor from the less fully reduced material that remains in a fluidized state. Smaller product particles are collected at the top of the fluidized bed. Thus, performing this process results in two production streams that also require significant expense in terms of equipment. The present invention aims to avoid the above disadvantages and difficulties, and an object of the present invention relates to a method for treating (preferably reducing) a particulate material in a fluidized bed process, In particular, it is to provide a method for reducing ore and to reduce particulate oxide-containing materials with a minimum consumption of process gas during a substantial time without risk of failure caused by fouling or fouling. It is to provide a container for performing the method in which the treatment is possible. In particular, the amount of process gas and the flow rate required to maintain the fluidized bed can be reduced, resulting in only a minimal flow of powder. According to the invention, a particulate material having a broad particle distribution comprising a relatively high proportion of fines and some relatively large particles is used for the treatment, and the surface velocity of the treated gas in the fluidized bed Is achieved in that it is maintained at a lower speed than required to flow some relatively large particles of the particulate material. Here, all relatively large particles are moved upward with the fines and are discharged from the upper region of the fluidized bed. It is clear that even with a wide particle distribution, the surface velocity in the fluidized bed is kept within the range of 0.25 to 0.75 of the velocity required to fluidize the largest particles of said particulate material. Preferably, a particulate material having fine particles having a fine particle diameter of 0.02 to 0.15, preferably 0.05 to 0.10 of the maximum fine particle diameter is used. Here, for the process gas above the fluidized bed, a surface velocity corresponding to the maximum diameter of the vessel formed to receive the fluidized bed is for a theoretical cut particle size of 50 μm to 150 μm (preferably 60 μm to 100 μm). It is preferable that the pressure is adjusted to Here, it is advantageous that surface velocities in the range of 0.3 m / s and 2.0 m / s in the fluidized bed are adjusted to reduce run-of-mine fine ores. . In a method for directly reducing a particulate iron oxide-containing material by a fluidized bed method corresponding to the treatment as shown in the present invention, the reformed gas includes an upper gas formed during the direct reduction of the iron oxide-containing material. It is mixed with a top gas and supplied as a reducing gas to a fluidized bed reduction zone. The upper gas and the reformed gas are cleaned of carbon dioxide (CO 2 ), and the reducing gas formed by mixing the upper gas and the reformed gas has a fixed hydrogen (H 2 ) volume and carbon monoxide. (CO) adjusted to volume. A container for performing the method according to the invention is characterized by a combination of the following features. A tubular lower fluidized bed receiving a fluidized bed and having a gas distribution bottom, a supply duct for process gas and a supply / discharge means for the particulate material provided at the top of the gas distribution bottom; At the upper part of the fluidized bed section and spread upwardly in a conical shape, the inclination of the wall of the cone-shaped part with respect to the central axis of the reactor is 6 ° to 15 ° (preferably 8 ° to 10 °). ), Which is disposed on the cone-shaped portion, and which is closed at the top of the head where the process gas discharge duct starts, and which is at least partially cylindrical and has a cylindrical region with respect to the cross-sectional area of the fluidized bed portion. The container for carrying out the ore reduction process in a fluidized bed is known, for example, from EP-A-0 022 098. Said container comprises two tubular parts having different diameters and a very short, apparently cone-shaped part provided between these tubular parts. However, this container is provided with two gas supply ducts (in other words, one duct below the lower tubular part and one duct in the cone-shaped part). Completely reduced ore is discharged downwardly from the fluidized bed reactor. According to the invention, the cross-sectional area of the calm space of the cylindrical area is sufficiently large relative to the surface velocity in this area adjusted to be sufficient to separate fine particles having a fine particle size greater than 50 μm from the gas. preferable. At least one fluidized bed reactor configured to receive the iron oxide-containing material and corresponding to the vessel shown in the present invention; a reducing gas supply duct leading to the fluidized bed reactor; An upper gas discharge duct for discharging the upper gas formed in the process, a reformer, a reformed gas duct starting from the reformer and connected to the upper gas discharge duct, and a fluidized bed reaction via a reducing gas supply duct A plant for directly reducing particulate iron oxide-containing material by a fluidized bed method comprising a reducing gas comprising a reformed gas and an upper gas entering the device and a carbon dioxide (CO 2 ) scrubber comprises a reformed gas duct and Both upper gas discharge ducts enter the carbon dioxide (CO 2 ) scrubber, and the reducing gas supply duct leads from the carbon dioxide (CO 2 ) scrubber to the fluidized bed reactor And In the following, the invention will be described in detail with reference to the drawings. FIG. 1 shows a sectional view of a vessel according to the invention, and FIG. 2 shows a process diagram for the reduction of iron ore in which the vessel according to the invention can be used. FIG. 3 schematically shows a plurality of iron ore fine particle size distributions handled by the present invention. A vessel 1 shown in FIG. 1 and constituting a fluidized bed reactor (particularly a reduction reactor) is formed so as to receive a fluidized bed 2 and has a nozzle at a certain height level to supply and uniformly distribute the reducing gas. It comprises a cylindrical lower fluidized bed section 3 having a gas distribution bottom configured as a grid section 4. The reducing gas starts from the nozzle grid portion 4 and flows upward from below through the reducing reaction device. Above the nozzle grid portion 4 in the tubular fluidized bed portion 3, there are discharge conveyance ducts 5 and 6 (in other words, supply ducts and discharge ducts for fine ore). The fluidized bed 2 has a bed height 7 from the nozzle grid 4 to the level of the ore discharge duct 6 (ie the opening 8 of the discharge duct 6). A trumpet-shaped cone-shaped portion 9 is connected to the upper part of the tubular fluidized bed portion 3. The inclination of the wall 10 of the cone 9 with respect to the reactor central axis 11 is at most 6 ° to 15 ° (preferably 8 ° to 10 °). In this region, the reduction 12 continuously increases at the surface velocity of the reducing gas flowing upward due to the continuous increase in the cross section 12 of the cone-shaped portion 9. Due to the slight inclination of the wall 10 of the cone-shaped part 9, it is possible to obtain a flow in the cone-shaped part 9 which has no turbulence and no separation from the wall 10 even though the cross section 12 is enlarged. it can. Turbulence, which causes a local increase in the velocity of the reducing gas, can be avoided here. Thus, at the surface velocity of the reducing gas in the cross section 12, a uniform and continuous reduction is ensured over the entire height of the cone 9 (ie at each level of the cone 9). Connected to the upper end 13 of the cone-shaped portion 9 is a quiet portion 15 having a cylindrical wall 14 and closed by a ceiling 16 which is horizontal (or formed in a hemispherical shape) at the top. I have. An opening 18 for discharging the reducing gas is provided at the center of the reactor ceiling 17 disposed above the ceiling 16. The sectional space of the cone-shaped portion 9 is enlarged so that the ratio of the sectional region 19 of the quiet portion 15 to the sectional region 20 of the fluidized bed portion 3 is 2 or more. A plurality of cyclones 21 serving to separate dust from the reducing gas are provided in the reduction reactor 1. Each cyclone is formed in the cylindrical part of the quiet part 15. Each dust recycling duct 22 starting from the cyclone 21 is formed vertically downward and opens into the fluidized bed. The gas discharge duct 23 of each cyclone 21 is open to a space 24 located between the ceiling 16 and the reactor ceiling 17. According to the present invention, fine ore having a wide and homogeneous fine particle distribution having a relatively high proportion of fines is treated in the reduction reactor 1. Examples of this type of particle distribution are as follows, for example. Mass ratio up to 4 mm 100% up to 1 mm 72% up to 0.5 mm 55% up to 0.125 mm 33% It is found that the fine ore of the above-mentioned fine particle distribution can be fluidized without being separated in the fluidized bed 2. I have. Here, the surface velocity vsuper is always lower than the minimum fluidization velocity of the largest particles of the fine ore (this is essential for the invention). The following ratios have been found to be optimal operating ranges for vsuper. vsuper = 0.25-0.75. vmin (dmax) vsuper-surface velocity in the fluidized bed 2 on the distribution bottom 4 vmin (dmax)-minimum fluidization rate of the largest particles of the loaded ratio As already mentioned above, the wide fine particle distribution of fines Is essential to Such a fine particle distribution is characteristic of coarse ore (ie, characteristic of fine ore that cannot be sieved after its size has been reduced). Multiple examples of coarse iron ore particle distribution are given in FIG. According to the fine particle distribution of these coarse iron ores, the fines always show a higher proportion. This fines is so small that it does not stay in the fluidized bed, but is discharged with the gas and recycled through each cyclone. This proportion of fines is necessary to ensure fluidization of very large particles only at relatively slow surface velocities of the process gas. According to the present invention, with a wide particle distribution, pulse transmission of a pulse of particles to larger particles occurs. Here, even if the surface velocity of the reducing gas is lower than the surface velocity required for the large particles, it is possible to fluidize the large particles. According to the invention, it is possible to use fine ores of a natural fine particle distribution (coarse ore), preferably with a dmax of up to 12 mm and up to 16 mm, without sieving in any previous stage. The following advantages are obtained for the fluidization behavior by using the reduction reactor configured under the above conditions and by using the fine ore having a relatively high proportion of fines. A system that is flexible in terms of changes in solids density and particle size distribution in response to changes in feedstock; and insensitivity to separation of fines and some fines received between the feed and product streams. Sensitivity The container 1 has similar advantages and can be used as a preheating container, a pre-reduction container or a final reduction container. A plant constructed according to the invention and in which a vessel 1 of the type described above is advantageously used is described in detail below with reference to FIG. Plants for producing pig iron or steel pre-products are generally of the same construction, with four fluidized beds 1, 1 ', 1'',1' connected in series in sequence and exhibiting the features of vessel 1 described above. ''. The iron oxide-containing material, such as coarse ore, is led via an ore feed duct 5 to a first fluidized bed reactor 1 where the ore is preheated and possibly pre-reduced in a preheating stage, and is subsequently fluidized. It is led from the bed reactor 1 to the fluidized bed reactor 1 'or from the fluidized bed reactor 1' to the fluidized bed reactor 1 '' via the conveying ducts 5, 6, respectively. In the second fluidized bed reactor 1 ′, a pre-reduction is carried out in the pre-reduction stage, followed by a further reduction in the connected fluidized bed reactor 1 ″ and the last formed fluidized bed reactor Within 1 ″ ′, a final reduction step is performed in which the fine ore is reduced to sponge iron. The fully reduced material (ie, sponge iron) is briquetted hot or cold in a briquetting plant 25. If necessary, the reduced iron may be protected during the briquetting process to prevent re-oxidation by an inert gas system not shown. Before the fine ore is fed to the first fluidized bed reactor 1, the fine ore is subjected to ore conditioning (not shown in detail), such as drying and sieving. The reducing gas is guided from the fluidized bed reactor 1 to the fluidized bed reactor 1 ′, 1 ″ in the opposite direction to the ore flow, and if the flow direction of the gas is viewed, the last arranged fluidized bed reactor The gas is discharged from the apparatus 1 as upper gas, and is cooled / cleaned in the wet cleaning apparatus 27. The generation of reducing gas occurs in the reformer 30 by reforming the natural gas supplied via duct 28 and desulfurized in the desulfurization plant 29. The reformed gas consisting of natural gas and steam basically consists of hydrogen (H 2 ), carbon monoxide (CO), methane (CH 4 ), water (H 2 O), and carbon dioxide (CO 2 ) . Via a reformed gas duct 31, this reformed gas is supplied to a plurality of heat exchangers 32 which are cooled to ambient temperature. Here, water is condensed from the gas. The reformed gas duct 31 is opened to the upper gas discharge duct 26 after the upper gas is compressed by the compressor 33. The resulting mixed gas is sent through a carbon dioxide (CO 2 ) scrubber 34, where the carbon dioxide (CO 2 ) is removed and then used as a reducing gas. The reducing gas is heated via a reducing gas supply duct 35 to a reducing gas temperature of generally 800 ° C. in a gas heating device 36 connected to a carbon dioxide (CO 2 ) cleaning device 34, and flows in the gas flow direction. To the fluidized bed reactor 1 '''which is connected first. Here, the reducing gas reacts with the fine ore to directly generate reduced iron. Fluidized bed reactors 1 '''to 1 are connected in series. For example, the reducing gas is sent from the fluidized bed reactor 1 ″ ″ to the fluidized bed reactor 1 ″ via each connection duct 37. For the upper gas, the gate valves of the gas circulation paths 26, 35, and 37 are opened in order to avoid an increase in an inert gas such as nitrogen (N 2 ). The gas flowing with the gate valve opened is supplied to a gas heating device 36 through a branch duct 38 to heat the reducing gas, and is burned by the gas heating device 36. The energy that tends to be insufficient is supplemented by natural gas supplied via the supply duct 39. As with the flue gas of the reformer, the sensible heat of the reformed gas leaving the reformer 30 is used to preheat the natural gas after passing through the denitration plant 29, and optionally also the reducing gas. It is also used in the recovery heat exchanger 40 to generate the steam needed for the reforming process, as well as to preheat the combustion air supplied to the gas heating device 36 via the duct 41. .
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(72)発明者 シュンク，ヨハネス―レオポルト
オーストリア国 アー―4040 リンツ ク
ナーベンセミナールストラッセ ８
(72)発明者 ハウゼンベルガー，フランツ
オーストリア国 アー―4502 セイント
マリエン ウエスト 53 ヴァイクステッ
テン（番地なし)
(72)発明者 ウィップ，ロイ ヒューバート ジュニア
アメリカ合衆国 フロリダ 34786 ウィ
ンダーメア バトラー ストリート 116────────────────────────────────────────────────── ───
Continuation of front page
(72) Schunk, Johannes-Leopold
Austria 4040 Linz
Naven Seminar Strasse 8
(72) Inventor Hausenberger, Franz
Austria-Ar 4502 Saint
Marien West 53 Weiksted
Ten (no address)
(72) Inventor Whip, Roy Hubert Jr.
United States Florida 34786
Nundermere Butler Street 116